盐城师范学院 化工原理设计
塔顶液相平均粘度
0.293+0.02×0.298=0.293?mPa?s? ?LDm=0.98×
进料板液相平均粘度
0.279+0.38×0.286=0.282?mPa?s? ?LFm=0.62×
塔底液相平均粘度
0.214+0.9882×0.227=0.227?mPa?s? ?LWm=0.0118×
精馏段平均粘度
?Lm=（0.293+0.282）/2=0.2875?mPa?s?
提馏段平均粘度
? =(0.282+0.227)=0.2545?mPa?s? ?Lm3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.4.1 塔径的计算
（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： ?max=C
?L??V ?V 精馏段的气、液相体积流率为
qV,V?qn,VMVm3600?Vmqn,LMLm=
90.14?80?0.705 m3/s
3600?2.84qV.L?3600?Lm=
57.8?80.94?0.0016 m3/s
3600?809.4C20由图查取，图中横坐标为
q??L V,L?qV,V???V????1/20.0016?805.9?????0.705?2.84?1/2?0.038
取板间距HT?0.45m 板上液层高度 HL?0.05m则
HT?HL?0.45?0.05?0.4m
查图得 C20=0.085
0.2??? 所以， 精馏段 C?C20????0.02? ?max=C
?0.0205??0.085????0.02?0.2?0.0854
?L??V805.9?2.84= 0.0854??1.436 ?V2.8416
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同理可得， 提馏段 C20=0.081
C?C20????0.02??=C ?max????0.2?0.0205??0.081????0.02?0.2?0.0814
?L??V786.2?2.806=0.0814??1.36 ?V2.806 取安全系数为0.6，则空塔气速为 精馏段 u=0.6×1.436=0.8616
提馏段 u?=0.6×1.36=0.816 （2）塔径 精馏段 D?4qv,v?u2?4?0.705?1.0998m
3.14?0.86162?,v4qv4?0.774提馏段 D???1.217m 22?u?3.14?0.816按标准塔径圆整后D=1.0m
?塔截面积为 AT?D2?0.785m2
4实际空塔气速为 u?qV,VAT?0.705?0.898m/s 0.7853.4.2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z精??N精-1?HT??9?1??0.45?3.6m 提馏段有效高度为 Z提??N提-1?HT??16?1??0.45?6.75m
在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏段的有高度为
Z?Z精?Z提?0.8?2?11.95m
??3.5 精馏塔的塔板主要工艺尺寸计算 3.5.1 溢流装置的计算
因塔径 D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下:
(1)堰长ι
w 取
lw?0.66D?0.66m
(2)溢流堰高度hw 计算公式为 hw?hL?how 选用平直堰，堰上液层高度how依下式计算
?,L2.84?qV?E?1000??lw????2/3 how
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近似取 E?1，则
how?,L2.84?qV??E1000??lw????2/32.84?0.0016?3600???1???10000.66??2/3?0.012m
取板上液层高度 hL?0.05m 故：
hw?hL?how?0.05?0.012?0.03796m (3)弓形降液管宽度W及截面积A
d
f
由
lw?0.66 , 查图得 DWd?0.124 D
AfAT?0.0722,
故 Af?0.722AT?0.722?0.785?0.0567m2??
Wd?0.124D?0.124?1.0?0.124m2 依式演算液体在降液管中停留时间，即
??
??
3600AfHTqV,L?3600?0.0567?0.45?15.94?s???5?s??
0.0016?3600 故降液管设计合理。
(4)降液管底隙高度h0 计算公式 h0??,Lqv?3600lwu0
??0.08m/s 则 取 u0
h0??,Lqv?3600lwu0?3600?0.0016?m??0.03033600?0.66?0.08
?m???0.006?m??hw?h0?0.03796?0.0303?0.00766故降液管底隙高度设计合理。 3.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列
取阀空动能因数 F0?10, 依式计算空速u0
u0?F0?V?102.84?5.93m/s
依式求每层塔板上的浮阀数，即
N?qV,V?4?0.705?u0d0?4?100
?0.0392?5.93 18
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取边缘区宽度 WC?0.06m 破沫区宽度
WC?0.07m 依式计算鼓泡面积
??2?1?x??Aa?2?xR2?x2?Rsin??? 0180?R???R?D1?WC??0.06?0.44?m?22D1x???Wd?WS????0.124?0.007??0.306?m?22??2?1?0.306??2Aa?2?0.306?0.442?0.3062??0.44?sin????0.524m0180?0.44???
??浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横列的孔心距 t?75mm?0.075m 则可以按下式估算排间距 t?
t??Aa0.524??0.070?m??70?mm? Nt100?0.075[2]
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用70mm，而应小于此值，故取 t??65mm?0.065m
按t??0.065m， t?0.075m 以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=107 按N=107 重新核算孔速和阀孔动能因数：
u0?qV,V?4?0.705?Nd0?4?5.52m/s
?0.039?1072F0?u0?V?5.52?2.84?9.30 阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。 塔板开孔率
u0.898??100%?16.27% u05.523.6 塔板流体力学验算
3.6.1 气体通过浮阀塔的压降 hp?hc?hl?h? (1)干板阻力 先计算临界孔速，即
u0c?73.1????????V?1/1.825?73.1????2.84??1/1.825?5.928?m/s?
因为 u0?uoc,则 hc?19.90.175u0?L5.520.175?19.9??0.033?m?
805.9 19
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(2)板上充气液层阻力 h1 本设计分离苯和甲苯得混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数?0?0.5 则h1??0hL?0.5?0.05?0.025 (3)克服表面张力所造成的阻力h?
因本设计采用浮阀塔，其h? 很小，可以忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为;
hp?hc?h1?0.033?0.025?0.058?m?
单板压降 ?pp?hp?Lg?0.058?805.9?9.81?466?Pa? 3.6.2 淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高Hd???HT?hw?
即 Hd?hp?hL?hd
(1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 hp?0.058?m? (2)液体通过降液管的压头损失hd,因不设进口堰，即
?qV,L hd?0.153???lh?w0??0.0016???m? ?0.153????0.00098??0.66?0.0303??22(3)板上液层高度，取hL?0.05
因此 Hd?hp?hL?hd?0.058?0.05?0.00098?0.11?m?
?0.45m,hw?0.03796m
取 ??0.5,HT 则 ??HT?hw??0.5??0.45?0.03796??0.244?m?
可见 Hd???HT?hw?，符合防止淹塔的要求。
3.6.3 雾沫夹带
板上液体流经长度 ZL?D?2Wd?1.0?2?0.124?0.752?m? 板上液流面积 Ab?AT?2Af?0.785?2?0.576?0.672?m?
苯和甲苯可按正常系统取物性K=1.0，又由图查得番点负荷系数CF=0.127，代入下列公
式可得
20